1、 化工單元操作與單元設備設計任務書任務書之十一擬采用常壓篩板（浮閥）塔分離苯-甲苯混合液。已知原料流量為4000kg/h,原料含苯組成30%（摩爾百分數，下同），精餾分離使塔頂產品苯含量不低于97%，塔底產品甲苯含量不低于98%；沸點進料,沸點回流,操作回流比可取2.0；要求產品進入貯罐的溫度不低于50C，原料貯罐貯料、產品貯罐要滿足八小時生產任務。設計任務：1.畫出流程方框圖和帶控制點工藝流程圖2.做分離全過程做物料衡算與熱量衡算3.做換熱器設計與精餾塔設計（1）換熱器設計塔底產品冷卻器設計上述精餾生產過程中，需要將塔底產品從80C冷卻至45C，要求換熱器的管程和殼程壓降不大于lOkpa，試

2、選用合適的換熱器。（2）精餾塔（篩板或浮閥）設計完成上述分離任務所需的精餾塔相關設計。原始數據：精餾塔塔頂壓強：4kpa（表壓），單板壓降不超過0.7kPa，冷卻循環水溫度：25C，飽和水蒸汽壓力：0.25Mpa（表壓），設備型式：篩板（浮閥）塔,建廠地區壓力：latm組長：葉敏萍060組員：張光華030賈國柱011薛進軍059陳科云006邢祥龍057【設計方案】【一】、選擇換熱器的類型（1）、兩流體的溫度變化情況：熱流體進口的溫度80C出口的溫度45C冷流體的進口溫度25C出口溫度35C（注）、該換熱器用涼水塔水冷卻，初步確定選用帶有膨脹節的固定板式換熱器。（2）、流動空間及流速的確定：由于

3、利用涼水塔水冷卻，而易結垢，為方便清洗，應使水走管程，甲苯走殼程。選用25mm*2.5mm的碳鋼管，管內流速為Ui=0.5m/s。【二】、確定物性參數（1）、平均溫度差熱流體：Tl=80C熱流體:T2=45C逆流冷流體：12=35C冷流體：tl=25C(2)、定性溫度T=(T1+T2)/2=(80+45)F2=62.5C;t=(t1+12)/2=(35+25)F2=30c平均溫差t1=(80-35)=45c；At2=(45-25)=20Ct1/At2=45/20=2.25tl/At22tm=(Atl-At2)/ln(At1FAt2)=(4520)Fln(45F20)=30.83c有關的物性參數

4、數據如下：物-物苯甲苯混合物水密度P.kg/m3835825827995.7定義比熱kj/kg.t1.8351.8431.8414.174導熱系數w/(m.c)0.13100.12760.12840.6171粘度pa.s0.0004180.0004220.0004210.0008012【三】、計算產品物料的總傳熱系數1、精餾塔的產品物料衡算：、苯：M苯=78.11kg/kmol；M甲苯=92.13kg/kmol產品摩爾百分數：Xf=0.3;Xd=0.97;Xw=0.02、原料液及精餾塔頂、塔底的產品的平均摩爾質量：Mf=Xf*M甲+(1Xf)*M甲苯=0.3X78.11+(1-0.3)X92.

5、13=87.924kg/kmolMd=Xd*M甲+(1-Xd)*M甲苯=0.97X78.11+(1-0.97)X92.13=78.53kg/kmolMw=Xw*M甲+(1-Xw)*M甲苯=0.02X78.11+(1-0.02)X92.13=91.85kg/kmol2、物料衡算：原料處理量：F=q/MF=4000kg/hF87.924kg/kmol45.49kmol/h總物料衡算：F=D+W苯物料衡算:F*XF=D*XD+W*XW聯立、式得：XD=13.14kmol/hXW=32.08kmol/h甲苯流量轉換：q甲苯=W*MW=32.08kmol/hX91.85kg/kmol=2947.00kg

6、/h3、熱流量：Q=q甲苯*Cp*(T1-T2)=q水*Cp*(t1+12)Q=q甲苯*Cp*(T1-T2)=2947.00kg/hX1.843kJ/kg.cX(80-45)c=190096.24kJ/h則熱流量為：Q=190096.24kJ/hF3600s=52.805kw4、冷卻水用水量：q水二Q/Cp*(t2tl)=190096.24kJ/hF4.171kJ/kg.c(35-25)c=4554.34kg/h5、總傳熱系數K:、管程傳熱系數：(注：水在管程里流動，流體流速設為Ui=0.5m/s)Re二di*ui*Pi/口i=0.02X0.5X995.7F0.0008012=12427.61

7、Pr=Cp*口/入=4.171X10人3X0.0008012F0.6171=5.42ai=0.023*入i/di*Re0.8*pr0.4ai=0.023X0.61710.02X12427.620.8X5.427.4=2631.26則ai=2631.26、殼程傳熱系數：假設殼程系數：ao=400w/(mlc)則有化工手冊查得甲苯及其水在該條件下的污垢熱阻：冷卻水的污垢熱阻：Ri=0.000344m.c/w甲苯的污垢熱阻：Ro=0.000172m.c/w選用的換熱管的管壁厚度為b=0.0025(m),則可選用的管壁導熱系數入=45w/m.c6、總傳熱系數：K=1/(do/ai*di)+(0.000

8、344*do/di)+(b*di/入*do)+0.000172+(1/ao)K=1-F(0.025F2631.26F0.02)+(0.000344X0.025F0.02)+(0.0025X0.025F0.02-F45)+0.000172+(1400)K=274.35w/m.c【四】、計算換熱器換熱面積：S=Q/K*Atm=52.805X103F274.35F30.83=6.24(m?)在設計時考慮的15%的面積裕度，則S=1.15X6.24=7.18(m?)【五】、工藝結構尺寸1、管徑和管內流速：管程內走水選用25mmX2.5mm的碳鋼傳熱管，取管內流體流速為Ui=0.5m/s。2、管程數和傳

9、熱管數依據傳熱管內徑和流速確定單程傳熱管數ns=v/(n/4*dS2*ui)=4554.34F3600F995.7F0.785F0.02人20.5=8.09則ns9(根)按單管程計算，所需的傳熱管長度為L=S/n*do*ns=7.183.140.0259=10.16(m)按單管程計算，所需的傳熱管過長，宜采用多管程結構，現取傳熱管的長度為標準長度i=3.0(m)，則該換熱器管程數為Np=L/i=10.163.0=3.394(管程)3、若采用4管程，每根傳熱管管長度i=3(m)。據此，由換熱器系列標準，選定固定管板式換熱器，換熱管型號為25mX2.5mm，有關參數如下表。公稱直徑DN/mm325

10、管心距m32公稱壓力PN/MPa6.40管子排列方式正三角形管子規格25mX2.5m計算換熱面積/m9.1管程數N4換熱管長度L/m3000管子根數n40管程流通面積/m0.00031中心排管數nc9實際傳熱面積/m4、平均傳熱溫差校正及殼程數平均傳熱溫差校正系數：P=(t2-t1)/(T1-t1)=(35-25)F(80-25)=0.182R=(T1-T2)F(t2tl)=(8045)F(3525)=3.5按單殼程，四管程結構，溫差校正系數查表得2厶=0.9。則平均傳熱溫差：tmiJm=30.83X0.9=27.75弋5、傳熱管排列方法每程內均采用正三角形排列，取管心距為Pt=l.25*do

11、Pt=1.25X0.025=31.2532(mm)橫過管束中心線的管數：nc=9(根)6、殼體內徑采用多管程結構，取管板利用率n=0.7；殼體內徑D=325(mm)。7、折流板數采用弓形折流板，取弓形折流板圓缺高度為殼體的25%，則切去的圓缺高度為h=0.25X325=81.25(mm)則取h=80(mm)取折流板間距為B=0.3D(0.2DVBVD)則B=0.3D=0.3X325=97.5100(mm)折流板數NB=(L/B)1=(3000100)1=29(塊)折流板圓缺面水平裝配。8、接管、殼程的流體進出口接管：取接管內甲苯的流速為uo=1.0m/s，則接管內徑為d=(4*v/n*uo)人

12、0.5=(4X2947F3600F825F3.14F1.0)=0.03556(m)則取d=40(mm)、管程的流體進出口接管：取接管內水的流速為uo=1.5m/s,則接管內徑為d=(4*v/n*uo)A0.5=(4X4554.34F3600F995.7F3.14F1.5)=0.0328(m)則取d=35(mm)【六】、換熱器核算：1、熱量核算：、殼程對流傳熱系數，對圓缺形折流板，可采用克恩公式ai=0.36*入o/do*ReoA0.55*prA0.33*(口0/口w)人0.14當量直徑，由正三角形排列得de=4*(3A0.5/2)*ptA2(n/4)*doA2de=4X(3A0.5F2)乂0.

13、032人2(3.14F4)x0.025A2=0.02(m)殼程流通截面積：So=B*D*(1do/pt)So=0.1X0.325X(10.0250.032)=0.0071(mJ則So=0.0071(m)殼程流體流速及其雷洛數分別為殼程流體流速uo=V甲苯/So=2947F3600F825F0.0071=0.14(m/s)雷洛數Reo=de*uo*Po/口o=0.02X0.14X825F0.000422=5473.93普蘭特準數Pr=Cp*口/入=1.843X10人3X0.000422F0.1276=6.095液體粘度校正系數(”o/“w廠0.14.05ao=0.36x0.1276m0.02x5

14、473.93A0.55x6.095A0.33X1.05=498.22則ao=498.22、管程對流傳熱系數ai=0.023*入i/di*ReA0.8*prA0.4管程流通截面積Si=(n/4)*di2*Np/NSi=3.144X0.02A2X294=0.0023(mJSi=0.0023(mJ程流體流速ui=V水/Si=4554.34F3600F995.7F0.0023=0.552(m/s)ui=0.552(m/s)雷洛數Re=di*ui*Pi/ui=0.02X0.552X995.70.0008012=13720.08Pr=Cp*u/入=4.171X10A3X0.0008012F0.6171=5

15、.42ai=0.023*入i/di*ReA0.8*prA0.4ai=0.023x0.6171m0.02x13720.08A0.8x5.42A0.4=2809.77則ai=2809.77、傳熱系數KK=1/(ao/ai*di)+(0.000344*do/di)+(b*di/入*dm)+0.000172+(1/ao)K=1m(0.025m2809.77m0.02)+(0.000344x0.025m0.02)+(0.0025x0.025m0.0225m45)+0.000172+(1498.22)K=320.95w/mC、傳熱面積S=Q/K*Atm=52.805X103F320.95F27.75=5.

16、93(m)該換熱器的實際傳熱面積SpSp=n*do*L(N-nc)Sp=3.14X0.025X3.0X(40-9)=7.30(m?)該換熱器的面積裕度為H=(Sp-S)/S*100%H=(7.3-5.93)F5.93X100%=23.10%H=23.10%2、換熱器內流體的流動阻力、管程流動阻力EAPi=(AP1+AP2)*Ft*Ns*NpNs=1Np=4Ft=1.4i=3.0mP1=(入i*i/d)*(P*uiA2/2)P2=Z*(P*uiA2/2)由Re=10066.36，傳熱管相對粗糙度/d=0.005,查莫狄圖得入i=0.035w/m.C；流速ui=0.552(m/s);Pi=995.

17、7kg/m3所以P1=(入i*i/d)*(P*uiA2/2)P1=0.035X3.0F0.02X995.7X0.552人2三2=796.41(pa)P2=Z*(P*uiA2/2)P2=3X995.7X0.552A2F2=455.09(pa)EAPi=(AP1+P2)*Ft*Ns*Np刀Pi=(796.41+455.09)X1.4X1X4=7008.41(pa)刀Pi=7008.41(pa)V10kpa管程流動阻力在允許的范圍之內。、殼程阻力EAPi=(Apr1+pr2)*Ft*NsNs=1折流板數Ft=1.15流體流經管束的流動阻力式中APT流體橫過管束的壓力降，pa；P2流體流過折流擋板缺口

18、的壓力降，pa；Ft結垢校正系數，無因次，對液體Ft=1.15，對氣體Ft=1.0P1=F*/o*nc*(NB+1)*(p*uoA2/2)P2=NB*(3.5-2*B/D)*(p*uoA2/2)式中F管子排列方式對壓力降的校正系數：正三角形排列F=0.5，正方形直列F=0.3，正方形錯列F=0.4；扎殼程流體的摩擦系數，九=5.0*ReoA-0.228=0.702，(Re500)；nc橫過管束的中心線的管數，nc=9；B折流板間距，B=0.1m；D殼體直徑，D=0.325m；NB折流板數目；NB=29塊；uo按殼程流通面積計算的流速，uo=0.14(m/s)。P1=F*/o*nc*(NB+1)*(p*uoA2/2)P1=0.5X0.702X9X(29+1)X825X0.14人2F2=766.22(pa)P1=766.22(pa)P2=NB*(3.5-2*